【正文】 08090100ρL,甲醇（kg/m3）760751743734725716ρL，水（kg/m3）（5）液體表面張力σ溫度t/0C6080100σ/甲醇(mN/m)σ/水(mN/m)（6）液體黏度μL溫度t/0C60708090100μL，水（mPa*s）(7)液體汽化熱γ 甲醇溫度汽化熱kj/kmol403718060356508033980100321501203014014027910水溫度/℃汽化熱r（kg/kg） 105 有表（3）數(shù)據(jù)繪制作如圖—甲苯等壓曲線4—1（tx圖)圖41 甲醇甲甲醇的等壓曲線 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率由于精餾過程的計(jì)算均以摩爾分?jǐn)?shù)為準(zhǔn)，需先把設(shè)計(jì)要求中的質(zhì)量分?jǐn)?shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分?jǐn)?shù)。表2 原料液、餾出液與釜?dú)堃旱牧髁棵Q原料液餾出液釜?dú)堃?72(摩爾分?jǐn)?shù))摩爾 塔板數(shù)的確定 理論板層數(shù)NT的求取甲醇—水屬理想體系，可采用逐板計(jì)算求理論板數(shù)。塔頂苯蒸汽一部分（L）先經(jīng)過冷凝器回流到塔頂，而剩余的D產(chǎn)品先經(jīng)過換熱器由水蒸氣加熱，再經(jīng)過經(jīng)過熱泵裝置后變成更高溫度下的氣體。對于塔釜流出的高溫液W我們用其降溫時(shí)釋放的熱量用于加熱原進(jìn)料液，從而達(dá)到預(yù)熱原料和冷凝W產(chǎn)品的作用。,水進(jìn)出換熱器的的溫度分別為250C和350C。（2)熱泵熱量衡算選壓縮式熱泵的制熱系數(shù)為6，（見附表），功率P我們?nèi)?00kw則熱泵所提供的熱量為Q1=6*100*3600=*106 KJ(3)塔底再沸器的熱量衡算●采用熱泵將塔頂產(chǎn)品的冷凝的熱負(fù)荷與塔釜再沸器中的熱負(fù)荷結(jié)合起來，根據(jù)熱泵的工作原理可知，這在很大程度上減少了再沸器所需的水蒸氣。有塔頂?shù)臏囟?,則塔頂蒸汽通過熱換器所需要的熱量為Q=Cp苯*M苯*D苯*（T1 ）,通過試差法得Cp=,則Q2=***()=*KJ/h。原料液 T/0C 殘幅液 T/0C 原料液所需熱量：Q1=Cp*M*F*(t1t2)=****()=殘幅液提供的熱量：Q2=Cp*M*W*(T1T2)=***()=*107kJ/h 則可以用再沸器的熱負(fù)荷來預(yù)熱原料液選取總傳熱系數(shù)K=120w/(m2*k)，由公式 得： 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 操作壓力的計(jì)算塔頂操作壓力 PD=+4=每層板的壓降 △P=進(jìn)料板壓力 PF=+*19=塔底壓力 Pw=+*39=精餾段平均壓力 Pm=（+）/2=提餾段平均壓力 Pw=（+）/2= 操作溫度的計(jì)算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算會(huì)泡點(diǎn)溫度，其中甲醇—水的飽和蒸汽壓由安托尼方程計(jì)算，計(jì)算過程如下：塔頂壓力 PD= x= = LgPA=LgPB= 試差得:塔頂溫度 td=℃同理可得：進(jìn)料溫度 tf=℃ 塔底溫度 tw=℃精餾段平均溫度tm =（+）/2=℃提餾段平均溫度 tm=（+）/2=℃ 平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由XD=Y1=：X1=Mvdm=*+()*=Mldm=*+()*=進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由逐板計(jì)算得：yf= xf=Mvfm=*+()*=Mldm=*+()*= kg/kmol塔底平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由逐板計(jì)算得：yw= xw=Mvwm=*+() *=Mlwm=*+()*= kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量：Mvm=(+)/2=Mlm=(+)/2=提餾段平均摩爾質(zhì)量：Mvm=(+)/2=Mlm=(+)/2= 平均密度的計(jì)算①氣相平均密度的計(jì)算有理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即精餾段 Pvm= =*(*(+)=提餾段 Pvm===*(*(+)=②液相平均密度方程計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即1/ρlm=∑αi/ρi塔頂液相平均密度的計(jì)算：由Td=℃，A(甲醇),B(水)查手冊得ρA=ρldm=1/(+)= kg/ 進(jìn)料液相平均密度的計(jì)算 由Tf=℃，查手冊得 ρA =αA=*(*+*)=ρlfm= = 1/(+)=塔底液相平均密度的計(jì)算由Tw=℃，查手冊得 ρA =αA =*(*+*)=ρlwm= = 1/(+)= 精餾段的平均密度 ρlm=（+）/2= 提餾段的平均密度 ρlm=（+）/2= 液相平均表面張力的計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算σlm=Σxiσi 塔頂平均液相表面張力的計(jì)算 由Td=℃，查手冊得 σA= σldm= + =*+*= mN/m 進(jìn)料平均液相表面張力的計(jì)算 由Tf=℃，查手冊得 σA = σlfm= + =*+*= 塔底平均液相表面張力的計(jì)算由TW=℃，查手冊得 σA = σlwm=+ =*+*=精餾段平均液相表面張力σlm=（+）/2=提餾段平均液相表面張力σlm=（+）/2= mN/m 液體平均粘度的計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算，即Lgμlm=Σxilgμi塔頂液相平均粘度的計(jì)算 由Td=℃，查手冊得 μA=s lgμldm= + =*+*μldm= mPas μB=s 塔底液相平均粘度的計(jì)算由TW=℃，查手冊得 μA =s lgμlwm=+ =*+*μlwm=s 提餾段液相平均粘度μlm =（ +）/2= mPa開設(shè)人孔的位置為；塔頂空間、塔底空間各開一個(gè)，其他人孔的位置則根據(jù)下列原則確定：物料清潔，不需要經(jīng)常清洗時(shí)，每隔6—8塊塔板設(shè)一個(gè)人孔；物料臟污，需經(jīng)常清洗時(shí)，則每隔3—4塊塔板設(shè)置一個(gè)人孔。S——手孔或人孔效(不包括塔頂、塔底空間所開入孔)。 其中，～，不宜太小，目的是有利于液滴的自由沉降，減少出場汽體中液摘的夾帶量。因此，Hb可按殘液量和塔徑進(jìn)行計(jì)算．也可取經(jīng)驗(yàn)值。進(jìn)料孔處板間距兌決定于進(jìn)科孔的結(jié)構(gòu)型式及進(jìn)料狀況。開設(shè)手孔、人孔處塔板間距HT’，視手孔、人孔大小而定，一般取HT’≥600mm. 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算因塔徑D=，可選用單溢流工形降液管，采用凹形受液盤。⑷降液管底隙高度你hoho= 取 u’=則 ho=*3600/3600/hwho== ＞故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。查表（查《化工原理及課程設(shè)計(jì)》p154表8—3）得，塔板分為3塊。篩孔按正三角形排列，取孔中間距t為 t==*=篩孔數(shù)目n為n=**(10^6)/15/15=6173個(gè)開孔率為ф= =%氣體通過閥空的氣速為Uo=Vs/Ao= 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 塔板壓降⑴干板阻力計(jì)算干板阻力下式計(jì)算，即=由/б=5/= 查圖得，=故 ==⑵氣體通過液層的阻力h1計(jì)算氣體通過液層的阻力h1由式計(jì)算，即Ua=Vs/(AtAf)=()=Fo=(*)1/2=()查圖（化工原理及課程設(shè)計(jì) 151頁圖8—14）得β=故 *（+）=⑶液體表面張力的阻力計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由式計(jì)算，即=4σL/ρLgdo=氣體0通過每層塔板的液柱高度可按下式計(jì)算，即=++=氣體通過每層塔板的壓降為 液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從下式的關(guān)系，即甲醇—水物系屬一般物系，取ψ=，則=（+）=而 板上不設(shè)進(jìn)口堰，可有下式計(jì)算，即==++=故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。 s 由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2.、液相負(fù)荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度 作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)磚。由圖可看出，該篩板德爾操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。若熱泵無法提供足夠的熱量，則可以